ES2274036T3 - Procedimiento para la produccion de acidos carboxilicos aromaticos con una tecnica mejorada de eliminacion de agua. - Google Patents
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Abstract
Procedimiento para la producción continua de un ácido carboxílico aromático en un reactor de oxidación a presión, mediante la oxidación exotérmica, en fase líquida, de un hidrocarburo alquilaromático con un gas que contiene oxígeno, en presencia de un catalizador de oxidación y disolvente ácido monocarboxílico alifático C2-C6 acuoso, que comprende los pasos de: (1) alimentar de manera continua a un reactor hidrocarburo alquilaromático, disolvente ácido monocarboxílico acuoso que lleva disuelto en él catalizador de oxidación, y un gas que contiene oxígeno; (2) retirar de manera continua de la parte inferior del reactor líquido con producto, que comprende ácido policarboxílico aromático y el disolvente ácido monocarboxílico acuoso que lleva disuelto en él el catalizador de oxidación; (3) retirar de manera continua de la parte superior del reactor, y alimentar directamente a la parte inferior de una columna de eliminación de agua, gas de ebullición del reactor que comprende gas de proceso empobrecido en oxígeno y disolvente ácido monocarboxílico acuoso vaporizado; (4) retirar de manera continua de la parte inferior de la columna de eliminación de agua un líquido de colas que contiene disolvente ácido monocarboxílico parcialmente deshidratado y devolver al reactor al menos una porción del líquido de colas a la sección superior del reactor; (5) retirar de manera continua de las cabezas de la columna de eliminación de agua una corriente de vapor que comprende gas de ebullición empobrecido en oxígeno, agua y pequeñas cantidades de disolvente ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos producidos en el reactor de oxidación; (6) alimentar una porción de la corriente de vapor del paso (5) a un condensador, con el fin de obtener (a) un vapor que comprende gas de proceso empobrecido en oxígeno y (b) un líquido que comprende disolvente ácido monocarboxílico parcialmente deshidratado; (7) alimentar el líquido del paso (6)(b) a la zona de fraccionamiento de la columna de eliminación de agua; y (8) alimentar (i) la porción restante de la corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a un dispositivo de control de la contaminación en el cual se destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos presentes en las corrientes de vapor (i) y (ii), para obtener una corriente de vapor acuoso exenta o sustancialmente exenta de compuestos orgánicos.
Description
Procedimiento para la producción de ácidos
carboxílicos aromáticos con una técnica mejorada de eliminación de
agua.
Esta invención se refiere a un procedimiento
mejorado para la producción continua de ácidos carboxílicos
aromáticos mediante la oxidación en fase líquida de hidrocarburos
alquilaromáticos con oxígeno molecular en presencia de un
catalizador o sistema de catalizador de oxidación, en el cual un gas
de ebullición derivado del recipiente de oxidación, que comprende
principalmente vapor de agua y cantidades secundarias de componentes
orgánicos, es tratado en un dispositivo de control de la
contaminación, y el efluente del dispositivo de control de la
contaminación es eliminado del sistema de producción. Más en
particular, esta invención se refiere a tales procedimientos de
oxidación llevados a cabo en un reactor de oxidación en columna
provisto de medios para eliminar eficazmente agua generada por el
proceso con pérdida mínima de disolvente utilizando la energía de
oxidación, en los cuales la corriente efluente gaseosa procedente
del medio de eliminación de agua es alimentada a un dispositivo de
control de la contaminación, y el efluente del dispositivo de
control de la contaminación es eliminado del sistema de
producción.
La oxidación en fase líquida de un hidrocarburo
alquilaromático para proporcionar un ácido carboxílico aromático es
una reacción sumamente exotérmica que se lleva a cabo usualmente en
un reactor de oxidación en columna, de mezcla íntima, provisto de
respiradero. El proceso de oxidación comprende alimentar
continuamente, por separado o en mezcla, un hidrocarburo
alquilaromático, disolvente fresco y/o reciclado o medio de
reacción, y componentes de catalizador, al reactor, al cual se
alimenta también un gas que contiene oxígeno molecular, normalmente
en el fondo del reactor, o cerca del fondo. Este gas de ebullición
asciende a través del contenido líquido del reactor produciendo una
agitación vigorosa de la mezcla de reacción, y procurando un
contacto íntimo entre el hidrocarburo alquilaromático y el
disolvente de proceso que contiene, disueltos en el mismo, el
catalizador o componentes de catalizador. El ácido carboxílico
aromático producido es retirado de manera continua a través de una
abertura de salida inferior situada en la base del reactor, o cerca
de la misma, en forma de sólido en el disolvente que contiene
también componentes de catalizador solubles. Tras separar el
producto de ácido carboxílico aromático, el disolvente es devuelto
al reactor.
A través de una abertura de salida superior
situada en el extremo superior del reactor, o cerca del mismo, se
retira gas de proceso empobrecido en oxígeno, con una pequeña
cantidad de productos de descomposición del disolvente. También se
sustrae el calor de reacción a través de la abertura de salida
superior mediante la vaporización de disolvente de proceso y de
agua generada por la reacción. El gas de proceso empobrecido en
oxígeno y el disolvente de proceso y agua vaporizados constituyen el
gas de ebullición del reactor, que típicamente se condensa por
medio de uno o más condensadores a fin de separar el disolvente y el
agua para reciclarlos al reactor. Se puede someter al disolvente
acuoso condensado a un paso de eliminación de agua antes de ser
reciclado.
El sistema de producción descrito puede ser
empleado en la fabricación de ácidos carboxílicos aromáticos con
excelentes tasas de producción en relación al volumen del reactor.
Es necesario que el sistema de producción incluya medios para
eliminar eficazmente el exceso de agua generado por la reacción, ya
que se debe mantener la concentración de agua a un nivel aceptable,
normalmente entre aproximadamente 3 y 20 por ciento en peso, con
preferencia entre aproximadamente 3 y 10 por ciento en peso, para
que la reacción continúe a una velocidad razonable. La reacción
produce un mol de agua por mol de resto carboxilo producido. Además,
existen otros subproductos de reacción que liberan agua, por
ejemplo la oxidación directa del alquilaromático, o la oxidación
directa del disolvente, y se puede añadir agua al proceso por otros
motivos, tales como lavar el gas de ebullición para recuperar
disolvente. Típicamente, se retira agua mediante métodos de
destilación convencionales.
Para eliminar agua se ha empleado la destilación
directa del gas de ebullición, utilizando el calor de reacción, tal
como se describe en la memoria descriptiva de la patente británica
1,373,230 (Yokota y otros) y en las patentes de EE.UU. 4,914,230
(Abrams y otros), 5,723,656 (Abrams), y 5,463,113 (Yamamoto y
otros). Sin embargo, existen limitaciones de proceso. Puesto que la
cantidad de reflujo del destilado determina la pureza del destilado
de cabeza y el aporte de calor al proceso de destilación determina
la cantidad de reflujo que puede aceptar el proceso, el calor de
reacción fija tanto la cantidad de reflujo como la pureza del
destilado de cabeza. El calor de reacción es generalmente
insuficiente por sí solo para obtener una pureza de cabeza deseable
que minimice la pérdida de disolvente. Por tanto, la destilación
directa requiere generalmente un aporte adicional de calor. La
patente de EE.UU. 5,510,521 (McGehee y otros) describe un proceso
mejorado en el cual se alimenta directamente gas de ebullición del
reactor de oxidación, a la sección inferior de una columna de
eliminación. Un líquido de colas de disolvente de proceso
parcialmente deshidratado obtenido de la sección inferior de la
columna de eliminación de agua es devuelto a la sección superior del
reactor, usualmente en forma de una rociadura por encima de la
separación de fases del contenido gaseoso/líquido del reactor. La
pulverización de disolvente de proceso deshidratado enriquece el
contenido de agua del gas de ebullición del reactor para mejorar la
eficacia de la columna de eliminación de agua sin aporte de calor
adicional que no sea el del calor de reacción.
Un problema que se presenta con la eliminación
de agua en forma líquida empleando la destilación directa es que
cualquier agua de este tipo contiene también pequeñas cantidades de
subproductos de disolvente orgánico, lo cual obliga a tratar esta
corriente como agua residual, a fin de eliminar disolvente y
subproductos orgánicos generados en las reacciones de oxidación
antes mencionadas, antes de liberarla al ambiente. Los
procedimientos descritos por Yokota y otros, McGehee y otros,
Abrams y otros, Abrams, y Yamamoto y otros, eliminan en todos los
casos el agua en forma líquida, y por lo tanto precisan tratamiento
de aguas residuales para eliminar el disolvente.
Por tanto, existe la necesidad de un método para
eliminar agua de un proceso de producción de ácido carboxílico por
un medio que no se necesite tratamiento de aguas residuales para
eliminar disolvente y subproductos orgánicos antes de liberarlo al
ambiente. Proporcionar dicho medio de eliminar agua sería
especialmente ventajoso si mejorase la eficacia del proceso
recuperando energía adicional mediante el empleo de un dispositivo
de recuperación de energía sobre corrientes de gas de proceso
empobrecido en oxígeno, y de vapor de agua.
La presente invención prevé la eliminación y
tratamiento de agua de reacción en forma de vapor en un dispositivo
de control de la contaminación, disminuyendo o eliminando la
necesidad de tratar como agua residual la corriente, a fin de
eliminar disolvente y subproductos orgánicos antes de liberarla al
ambiente. Estas ventajas y otras se consiguen llevando a cabo la
oxidación de un hidrocarburo alquilaromático en un reactor en
columna en el cual el gas de ebullición del reactor es alimentado
directamente a una columna de eliminación de agua. De la parte
superior de la columna de eliminación de agua se retira una parte de
los vapores acuosos de cabeza de la mencionada columna de
eliminación de agua, en forma de un destilado de vapor, siendo
refluidos los restantes vapores acuosos de cabeza a la zona de
fraccionamiento de la columna de eliminación de agua. El destilado
de vapor y el gas de proceso empobrecido en oxígeno, combinados, son
alimentados a un dispositivo de control de la contaminación para
destruir el disolvente y subproductos orgánicos antes de salir del
proceso. El hecho de alimentar una parte de los vapores acuosos de
cabeza de la columna de agua directamente al dispositivo de control
de la contaminación reduce el gasto de servicio refrigerante y la
superficie de intercambio de calor requerida para condensar el agua
de toda la corriente de vapor acuoso retirada de la columna de
agua.
Así, la presente invención proporciona un
procedimiento para la producción continua de un ácido carboxílico
aromático en un reactor de oxidación a presión, mediante la
oxidación exotérmica, en fase líquida, de un hidrocarburo
alquilaromático con un gas que contiene oxígeno, en presencia de un
catalizador de oxidación y disolvente ácido alifático
monocarboxílico C_{2}-C_{6} acuoso, que
comprende los pasos de:
(1) alimentar de manera continua a un reactor
hidrocarburo alquilaromático, disolvente ácido monocarboxílico
acuoso que lleva disuelto en él catalizador de oxidación, y un gas
que contiene oxígeno;
(2) retirar de manera continua de la parte
inferior del reactor líquido con producto, que comprende ácido
policarboxílico aromático y el disolvente ácido monocarboxílico
acuoso que lleva disuelto en él el catalizador de oxidación;
(3) retirar de manera continua de la parte
superior del reactor, y alimentar directamente a la parte inferior
de una columna de eliminación de agua gas de ebullición del reactor
que comprende gas de proceso empobrecido en oxígeno y disolvente
ácido monocarboxílico acuoso vaporizado;
(4) retirar de manera continua de la parte
inferior de la columna de eliminación de agua un líquido de colas
que contiene disolvente ácido monocarboxílico parcialmente
deshidratado y devolver al reactor al menos una porción del líquido
de colas a la sección superior del reactor;
(5) retirar de manera continua de las cabezas de
la columna de eliminación de agua una corriente de vapor compuesta
por gas de ebullición empobrecido en oxígeno, agua, y pequeñas
cantidades de disolvente ácido monocarboxílico y subproductos
orgánicos producidos en el reactor de oxidación;
(6) alimentar una porción de la corriente de
vapor del paso (5) a un condensador, con el fin de obtener (a) un
vapor que comprende gas de proceso empobrecido en oxígeno y (b) un
líquido que comprende disolvente ácido monocarboxílico parcialmente
deshidratado;
(7) alimentar el líquido del paso (6)(b) a la
zona de fraccionamiento de la columna de eliminación de agua; y
(8) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un dispositivo de control de la contaminación en el cual se
destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos
presentes en las corrientes de vapor (i) y (ii), para obtener un gas
de ebullición empobrecido en oxígeno y una corriente de vapor
acuoso exenta o sustancialmente exenta de compuestos orgánicos.
El gas de ebullición de proceso empobrecido en
oxígeno y la corriente de vapor acuoso exenta o sustancialmente
exenta de compuestos orgánicos, obtenidos en el paso (8) pueden ser
retirados, y normalmente lo son, del sistema de producción de ácido
carboxílico aromático. La eliminación del agua de reacción fuera del
proceso en forma de vapor de acuerdo con el paso (8), en el nuevo
proceso de esta invención, evita la necesidad del tratamiento de
depuración del agua de reacción a fin de eliminar disolvente y
subproductos orgánicos, y reduce el gasto de servicio refrigerante
y la superficie de intercambio de calor requeridos para condensar el
agua de toda la corriente de vapor acuoso retirada de la columna de
agua.
Una segunda y preferida realización de la
presente invención incluye la recuperación de energía de las
corrientes de vapor a alta presión del paso (5) y del paso (6)(a),
alimentando estas corrientes a un dispositivo recuperador de
energía. Así, esta segunda realización proporciona un procedimiento
para la producción continua de un ácido carboxílico aromático en un
reactor de oxidación a presión, mediante la oxidación exotérmica, en
fase líquida, de un hidrocarburo alquilaromático con un gas que
contiene oxígeno, en presencia de un catalizador de oxidación y
disolvente ácido alifático monocarboxílico
C_{2}-C_{6} acuoso, que
\hbox{comprende los
pasos (1) a (7) antes descritos, en combinación con los pasos
de:}
(8.1) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un dispositivo recuperador de energía en el cual se reduce la
presión de las corrientes de vapor (i) y (ii) y se recupera
energía, dando como resultado recuperación de energía y una
corriente efluente con presión reducida; y
(8.2) alimentar la corriente efluente del paso
(8.1) a un dispositivo de control de la contaminación en el cual se
destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos
presentes en la corriente efluente del paso (8.1), para obtener un
gas de ebullición de proceso empobrecido en oxígeno y una corriente
de vapor acuoso exenta o sustancialmente exenta de compuestos
orgánicos.
La segunda realización de la presente invención
proporciona la ventaja adicional de una recuperación incrementada
de energía en el proceso, ya que el agua generada en el dispositivo
de control de la contaminación, por ejemplo un reactor de
oxidación, y que se presenta en forma de vapor acuoso adicional, es
alimentada a un dispositivo recuperador de energía.
Una tercera y más preferida realización de la
presente invención incluye precalentar las corrientes de vapor a
alta presión del paso (5) y del paso (6)(a) antes de alimentar estas
corrientes a un dispositivo recuperador de energía. Esta tercera
realización proporciona un procedimiento para la producción continua
de un ácido carboxílico aromático en un reactor de oxidación a
presión, mediante la oxidación exotérmica, en fase líquida, de un
hidrocarburo alquilaromático con un gas que contiene oxígeno, en
presencia de un catalizador de oxidación y disolvente ácido
alifático monocarboxílico C_{2}-C_{6} acuoso,
que comprende los pasos (1) a (7) antes descritos, en combinación
con los pasos de:
(8.3) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un precalentador para elevar la temperatura de las alimentaciones de
vapor (i) y (ii) en al menos 200°C a fin de obtener un efluente de
vapor del precalentador;
(8.4) alimentar el efluente de vapor del
precalentador del paso (8.3) a un dispositivo recuperador de energía
en el cual se reduce la presión del efluente de vapor del
precalentador y se recupera energía, dando como resultado
recuperación de energía y una corriente efluente con presión
reducida; y
(8.5) alimentar la corriente efluente del paso
(8.4) a un dispositivo de control de la contaminación en el cual se
destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos
presentes en la corriente efluente del paso (8.4), para obtener un
gas de ebullición de proceso empobrecido en oxígeno y una corriente
de vapor acuoso exenta o sustancialmente exenta de compuestos
orgánicos.
La tercera realización del presente
procedimiento utiliza preferiblemente un reactor de oxidación
catalítica como dispositivo de control de la contaminación, y el
calor producido por la descomposición oxidativa exotérmica de
material orgánico en el reactor de oxidación se utiliza para
proporcionar el calor para el precalentador. Esta operación
preferida de la tercera realización utiliza los pasos de:
(8.3) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un precalentador para elevar la temperatura de las alimentaciones de
vapor (i) y (ii) en al menos 200°C a fin de obtener un efluente de
vapor del precalentador;
(8.4) alimentar el efluente de vapor del
precalentador del paso (8.3) a un dispositivo recuperador de energía
en el cual se reduce la presión del efluente de vapor del
precalentador y se recupera energía, dando como resultado
recuperación de energía y una corriente efluente con presión
reducida;
(8.6) alimentar la corriente efluente del paso
(8.4) a un reactor de oxidación en el cual se eliminan el ácido
monocarboxílico y subproductos orgánicos presentes en la corriente
efluente del paso (8.4) mediante descomposición oxidativa
exotérmica, para producir un gas de ebullición de proceso
empobrecido en oxígeno, calentado, y una corriente de vapor acuoso
exenta o sustancialmente exenta de compuestos orgánicos; y
(8.7) alimentar el gas de ebullición de proceso
empobrecido en oxígeno, calentado, y una corriente de vapor acuoso,
del paso (8.6) al precalentador del paso (8.3), para aportar el
calor requerido para el funcionamiento del precalentador.
La operación preferida de la tercera realización
procura las siguientes ventajas adicionales: (1) recuperación de
energía incrementada gracias a la recuperación de calor producido
por la descomposición exotérmica de materiales orgánicos en el
reactor de oxidación catalítica empleado como dispositivo de control
de la contaminación y (2) facilidad de funcionamiento mejorada
debido al sobrecalentamiento de la alimentación que entra al
dispositivo recuperador de energía, que elimina o disminuye la
posibilidad de condensación de vapor en el dispositivo recuperador
de energía y los problemas mecánicos y de corrosión que pueden
originarse por dicha condensación.
Las adjuntas Figuras 1, 2 y 3 son diagramas de
flujo de proceso que ilustran un sistema que incorpora los
principios de la presente invención. Aunque la invención es
susceptible de ser realizada de diversas formas, en las Figuras
adjuntas y en lo que sigue se describe con detalle una realización
preferida de la invención. La Figura 1 ilustra un sistema que no
utiliza ni un dispositivo recuperador de energía ni un precalentador
de proceso. La Figura 2 ilustra un sistema que utiliza un
dispositivo recuperador de energía, y corresponde a la segunda
realización de la invención, antes descrita. La Figura 3 ilustra un
sistema que utiliza tanto un precalentador de proceso como un
dispositivo recuperador de energía, y corresponde a la tercera
realización de la presente invención. La presente descripción debe
ser considerada como una ilustración de la invención, sin quedar
limitada a la realización específica mostrada.
Haciendo referencia a la Figura 1 adjunta, se
introduce al reactor de oxidación 12 mezcla de alimentación del
reactor a través del conducto 10. La mezcla de alimentación del
reactor comprende un hidrocarburo alquilaromático, un disolvente
ácido alifático monocarboxílico C_{2}-C_{6}
acuoso, y un catalizador de oxidación adecuado que típicamente está
disuelto en el disolvente. La alimentación de disolvente ácido
carboxílico alifático contiene típicamente hasta aproximadamente 10
por ciento de agua en peso. Si se desea, se pueden alimentar al
reactor 12 los componentes de compuesto alquilaromático y/o
disolvente ácido alifático que contiene catalizador, en una
pluralidad de puntos distribuidos por la parte lateral del reactor.
A través del conducto 14 se introduce, cerca del fondo del reactor
12, un gas que contiene oxígeno a presión. El gas que contiene
oxígeno preferido es aire o aire enriquecido en oxígeno. El caudal
de aporte de gas que contiene oxígeno al reactor 12 se controla a
fin de mantener entre aproximadamente 2 y 9 por ciento de oxígeno en
volumen (calculado sobre gas seco y sin disolvente) en el gas de
ebullición que sale del reactor a través del conducto 16. Los
reaccionantes presentes en el reactor 12 son mantenidos a una
presión elevada suficiente para mantener en estado líquido a la
temperatura de reacción el medio de reacción volatilizable
contenido.
contenido.
El reactor 12 es un recipiente de oxidación a
presión, en columna, en el cual tiene lugar la oxidación exotérmica
en fase líquida del hidrocarburo alquilaromático por el gas que
contiene oxígeno, en presencia del catalizador de oxidación. Por
tanto, el medio de reacción contenido por el reactor 12 comprende el
gas que contiene oxígeno, el hidrocarburo alquilaromático que ha de
ser oxidado a un producto de ácido carboxílico aromático, el
catalizador, y el disolvente ácido alifático monocarboxílico
C_{2}-C_{6} acuoso. Cuando se utiliza el método
de la presente invención, la cantidad de agua dentro del reactor se
sitúa con preferencia entre aproximadamente 3 y 20 por ciento en
peso, y muy preferiblemente entre 3 y 10 por ciento en peso,
respecto al peso del agua y del ácido carboxílico alifático.
Típicamente, la temperatura y la presión dentro del reactor son
aproximadamente 120 a 180°C, con preferencia aproximadamente 140 a
160°C, para la oxidación de un xileno a un ácido
bencendicarboxílico, y aproximadamente 3,5 a 12,1 bares absolutos
(abreviado bara), con preferencia aproximadamente 5,5 a 8,0
bara.
Durante el transcurso de la reacción de
oxidación se retiran del reactor 12 calor exotérmico de reacción y
agua generada por la oxidación del compuesto alquilaromático,
mediante la vaporización de una parte del medio de reacción
líquido. Estos vapores, denominados gas de ebullición del reactor,
comprenden el disolvente acuoso que contiene aproximadamente 5 a 30
por ciento de agua en peso y gas de proceso empobrecido en oxígeno
que contiene pequeñas cantidades de productos de descomposición,
entre ellos residuo de catalizador. El gas de ebullición del
reactor sube a través del reactor 12 y se envía a través del
conducto 16 a la parte inferior de la columna 18 de eliminación de
agua, para ser destilado. La columna de eliminación de agua puede
ser una columna de destilación que tiene una zona de
fraccionamiento con una pluralidad de bandejas o bien un relleno
adecuado para realizar la transferencia de masa, y puede tener
veinticinco (25) o más etapas de equilibrio, y una sección superior
con reflujo. Normalmente, todo el calor requerido para hacer
funcionar la columna de destilación 18 es aportado por el gas de
ebullición del reactor. La presión dentro de la columna de
eliminación de agua se sitúa típicamente en aproximadamente 3 a
11,5 bara, con preferencia aproximadamente 5 a 7,5 bara.
De la parte inferior de la columna 18 de
eliminación de agua se retira, a través del conducto 20, un líquido
de colas destilado que contiene disolvente ácido alifático
monocarboxílico parcialmente deshidratado, por ejemplo disolvente
ácido alifático monocarboxílico que contiene aproximadamente 4 a 12
por ciento de agua en peso. Se recicla directamente al reactor 12,
a través de los conductos 20 y 22, todo o una parte del disolvente
parcialmente deshidratado. La cantidad reciclada directamente al
reactor 12 varía de aproximadamente 10 a 100 por ciento en peso,
dependiendo de la cantidad de disolvente parcialmente deshidratado
utilizada para extraer catalizador por lavado de un líquido que
contiene producto, procedente del reactor 12 tal como se describirá
más adelante. Se puede alimentar el disolvente parcialmente
deshidratado al reactor 12 en cualquier punto, Preferiblemente se
alimenta el disolvente parcialmente deshidratado por medio de la
cabeza rociadora 24 situada debajo del conducto de salida y por
encima de la separación de fases del contenido gaseoso/líquido del
reactor 12. La cabeza rociadora 24 está diseñada para distribuir el
disolvente parcialmente deshidratado en una forma finamente
dividida, por ejemplo gotitas, sobre una porción sustancial de la
superficie de la separación de fases de la mezcla gaseosa/líquida
de reacción, preferiblemente sobre toda la superficie. El medio
particular empleado para alimentar al reactor el disolvente
parcialmente deshidratado, en forma de una rociadura, no es crítico
en tanto que procure un contacto líquido-gas en la
parte superior del reactor. En consecuencia, la rociadura se puede
crear por medio de una única cabeza rociadora tal como se muestra en
la Figura 1, o bien mediante una pluralidad de boquillas
rociadoras.
De la sección superior o del extremo superior de
la columna de agua 18 se retira de manera continua una corriente de
vapor acuoso que contiene una cantidad mínima de disolvente ácido
monocarboxílico. Típicamente, esta corriente de vapor comprende
aproximadamente 35 a 55 por ciento de agua en peso, aproximadamente
1 a 6 por ciento de disolvente ácido alifático monocarboxílico en
peso, y aproximadamente 42 a 62 por ciento de gas de proceso
empobrecido en oxígeno, en peso. Tal como se muestra en la Figura 1,
se puede retirar una parte de la corriente de vapor acuoso desde la
columna de agua 18, a través del conducto 26, y enviarla al
condensador 28. Preferiblemente, la composición de los componentes
condensables de los vapores acuosos (el reflujo) que se recogen en
el condensador 28 es superior a 97 por ciento de agua en peso, muy
preferiblemente superior a 99 por ciento de agua en peso. Este
reflujo es devuelto a la zona de fraccionamiento de la columna de
eliminación de agua 18 a través del conducto 30. La relación de
reflujo en peso varía de aproximadamente 4 a 10 partes de reflujo
por una parte de corriente de vapor acuoso. Se puede alimentar a la
columna de eliminación de agua 18 una corriente adicional de agua
(no representada) que contenga pequeñas cantidades de disolvente
ácido, generada en otros procesos que utilicen agua, tales como
cierres de bombas, lavadores de respiraderos y lavados con agua. El
gas de proceso empobrecido en oxígeno, que no ha condensado, se
deja salir del condensador 28 a través del conducto 32.
De acuerdo con la presente invención se lleva a
un dispositivo de control de la contaminación una segunda porción,
es decir el resto, de la corriente de gas de ebullición y la
corriente de vapor acuoso, desprovista de oxígeno, retirada de la
sección superior o del extremo superior de la columna de agua 18.
Tal como se muestra en la Figura 1, se puede retirar de la columna
de agua 18, a través del conducto 40, una segunda porción de la
corriente de vapor acuoso, y llevarla al dispositivo de control de
la contaminación 60. Para proporcionar un medio fiable de control
del flujo de vapor acuoso a través de los conductos 26 y 40 se debe
procurar una caída de presión suficiente, por ejemplo de
aproximadamente 0,1 a 1,4 bares, entre la parte superior de la
columna de eliminación de agua 18 y el dispositivo de control de la
contaminación 60. Esto se puede lograr mediante el empleo de
válvulas de control (no mostradas) en los conductos 32 y 40.
A través del conducto 40 se transportan gas de
ebullición empobrecido en oxígeno y vapor acuoso, y a través de la
línea 32 se transporta gas de proceso empobrecido en oxígeno, al
dispositivo de control de la contaminación 60 en el cual se
destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos
presentes en las corrientes de los conductos 32 y 40, para producir
una corriente efluente de gas de ebullición de proceso empobrecido
en oxígeno y vapor acuoso, que es retirada del dispositivo de
control de la contaminación 60 a través del conducto 62. La
corriente de vapor del conducto 62 está exenta o sustancialmente
exenta de compuestos subproductos orgánicos. El dispositivo de
control de la contaminación puede ser un quemador, una unidad de
oxidación térmica regeneradora, un dispositivo de adsorción tal
como uno o varios lechos de carbono, o una unidad de oxidación
catalítica. Preferiblemente, el dispositivo de control de la
contaminación 60 es un reactor de oxidación catalítica en el cual
se somete el gas aportado al oxidador 60 a una reacción catalítica
con el fin de oxidar por completo pequeñas cantidades, o trazas, de
compuestos orgánicos, por ejemplo bromuro de metilo, ácido acético,
acetato de metilo, para-xileno, monóxido de carbono
y otros subproductos, producidos en el oxidador 12, presentes en el
gas. El oxidador contiene un catalizador de oxidación tal como un
metal noble, por ejemplo platino y paladio, depositado sobre un
material de soporte para catalizador. Estas unidades de oxidación
catalítica, y su funcionamiento, son bien conocidos para los
especialistas en la técnica, tal como se describe en los documentos
Kokai Sho JP 55-99517 y US 5,723,656 antes
citados.
Cuando está funcionando, el reactor 12 produce
de manera continua un producto de ácido carboxílico aromático que
es retirado también de manera continua en forma de una suspensión en
el seno del disolvente ácido alifático monocarboxílico acuoso, que
contiene también catalizador disuelto. El líquido con producto es
retirado de la base del reactor 12 y enviado, a través del conducto
70, a una zona de separación sólido/líquido 72 adecuada. Se puede
enviar a la zona de separación 72, a través de las líneas 20 y 74,
una parte del disolvente parcialmente deshidratado proporcionado
por la columna de eliminación de agua, para extraer por lavado
catalizador del producto o del líquido con producto. La fase
líquida recuperada de la zona de separación 72, que comprende
disolvente ácido alifático monocarboxílico acuoso que contiene
componentes de catalizador disueltos, es reciclada a la sección
inferior del reactor 12 a través del conducto 76. La fase sólida
contiene el producto del proceso, compuesto ácido carboxílico
aromático, y es retirada de la zona de separación 72 por medio del
conducto 78.
Los ejemplos de hidrocarburos alquilaromáticos
adecuados, útiles como componentes o ingredientes de la mezcla de
alimentación al reactor en el procedimiento de la presente
invención, y sus respectivos productos de ácido carboxílico
aromático, incluyen:
| Hidrocarburo aromático | Ácido carboxílico | |
| Tolueno | Ácido benzoico | |
| o-Xileno | Ácido ortoftálico | |
| m-Xileno | Ácido isoftálico (IPA) | |
| p-Xileno | Ácido tereftálico (TPA) | |
| 1,2,3-Trimetilbenceno | Ácido hemimelítico | |
| 1,2,4-Trimetilbenceno | Ácido trimelítico | |
| 1,2,5-Trimetilbenceno | Ácido trimésico | |
| 2,6- y 2,7-Dimetilnaftaleno | Ácidos 2,6- y 2,7-naftalendicarboxílicos |
El nuevo proceso de la presente invención es
particularmente idóneo para la producción de IPA, ácido trimelítico,
ácido trimésico, los ácidos naftalendicarboxílicos, y en especial
TPA, que es producido en todo el mundo en cantidades sustanciales
para ser empleado en la preparación de poliésteres tales como
poli(tereftalato de etileno).
Los disolventes ácidos alifáticos acuosos
adecuados útiles en el procedimiento de la presente invención son
los fácilmente volatilizables a las temperaturas de reacción. Se
cuentan entre estos disolventes los ácidos monocarboxílicos
alifáticos C_{2} a C_{6}, acuosos, por ejemplo el ácido acético,
ácido propiónico, ácido n-butírico, ácido
isobutírico, ácido n-valérico, ácido
trimetilacético, ácido caproico, y mezclas de los mismos.
Preferiblemente, el disolvente ácido alifático monocarboxílico
volatilizable es el ácido acético.
Los sistemas de catalizador que pueden ser
empleados en el procedimiento de oxidación incluyen cualquier
sistema de catalizador utilizado convencionalmente para la
oxidación en fase líquida de un hidrocarburo alquilaromático. Un
sistema de catalizador adecuado puede incluir una mezcla de
compuestos o complejos de cobalto, manganeso y bromo, soluble en el
disolvente acuoso volatilizable particular empleado.
En la segunda y preferida realización de la
presente invención ilustrada en la Figura 2, se conducen a través
de la línea 40 gas de ebullición de proceso empobrecido en oxígeno y
vapor acuoso, y a través de la línea 32 se conduce gas de proceso
empobrecido en oxígeno sin condensar hacia el dispositivo
recuperador de energía 50, en el cual se genera energía gracias a
la disminución de las presiones de la corriente y a la expansión
del vapor asociada con ello. El gas expandido sale del dispositivo
recuperador de energía 50 a través del conducto 52, y es alimentado
al dispositivo de control de la contaminación 60 en el cual se
destruyen el disolvente y los subproductos orgánicos antes de que
la corriente salga al ambiente a través del conducto 62. El
dispositivo recuperador de energía puede ser cualquier dispositivo
empleado típicamente para recuperar potencia o energía de
corrientes a alta presión y a alta temperatura en procesos de
químicos de fabricación. Véanse por ejemplo los dispositivos
descritos en la publicación de solicitud de patente japonesa Kokai
Sho JP 55-99517, la patente de EE.UU. 5,723,656 y
el artículo de J. Reumers, Energy Conservation at Amoco Chemicals,
Journal A, volumen 25 número 3 de 1984, páginas
165-167. Preferiblemente, el dispositivo recuperador
de energía es una turbina de gas o un expansor de gas.
La Figura 3 ilustra la tercera realización de la
presente invención, en la cual se conducen a través de la línea 40
gas de ebullición de proceso empobrecido en oxígeno y vapor acuoso,
y a través de la línea 32 se conduce gas de proceso empobrecido en
oxígeno, sin condensar, hacia el precalentador 42, en el cual el
vapor de las corrientes de alta presión 32 y 40 es calentado a una
temperatura de al menos 300°C, con preferencia en el intervalo de
aproximadamente 330 a 400°C. Tal como se ha señalado más arriba, el
precalentador elimina o minimiza los problemas mecánicos y de
corrosión que pueden presentarse si condensa vapor en el dispositivo
recuperador de energía. El vapor calentado sale del precalentador
42 a través del conducto 44, y es alimentado al dispositivo
recuperador de energía 50, en el cual se reduce la presión del
efluente de vapor precalentado y se recupera energía tal como se ha
descrito más arriba. El precalentador asegura que la temperatura de
la corriente que sale del dispositivo de recuperador de energía sea
al menos 225°C, y que con preferencia se encuentre en el intervalo
de aproximadamente 225 a
345°C.
345°C.
Tal como se muestra en la Figura 3 y se ha
descrito más arriba, el efluente vapor del dispositivo recuperador
de energía 50 es alimentado a través del conducto 52 al dispositivo
de control de la contaminación 60 en el cual se destruyen el ácido
monocarboxílico y subproductos orgánicos presentes en la corriente
efluente 52, a fin de obtener una corriente de gas de ebullición de
proceso empobrecido en oxígeno y de vapor acuoso exenta o
sustancialmente exenta de compuestos orgánicos. La tercera
realización del presente procedimiento utiliza preferiblemente un
reactor de oxidación como dispositivo de control de la
contaminación, y el calor producido por la descomposición oxidativa
exotérmica del material orgánico dentro del reactor de oxidación
proporciona el calor para el precalentador 42. Esta operación
preferida de la tercera realización queda ilustrada en la Figura 3,
en la cual se transfiere a través del conducto 62, desde el reactor
de oxidación 60, una corriente calentada de vapor acuoso exento o
sustancialmente exento de compuestos orgánicos, hacia el
precalentador 42, en donde se intercambia el calor del vapor del
conducto 64 con la corriente de vapor de alta presión 40 y 32. La
temperatura del vapor dentro del conducto 64 se sitúa típicamente en
el intervalo de aproximadamente 420 a 480°C. A través del conducto
46 se retiran del precalentador 42 vapor y gas que han intercambiado
calor, y pueden ser liberados al ambiente.
Ejemplo
Por medio del siguiente ejemplo se ilustra el
procedimiento proporcionado por la presente invención, como se
ilustra en la Figura 3. Todas las partes y porcentajes que se dan en
el ejemplo son en peso, a menos que se especifique otra cosa.
Se alimentó ácido acético acuoso que contenía
catalizador disuelto, a un ritmo de aproximadamente 30 partes por
hora, y se alimentó p-xileno a un ritmo de
aproximadamente 1000 partes por hora a través del conducto 10 al
reactor 12. El reactor empleado era una columna de burbujas vertical
con una relación altura:diámetro de 12:1. Se alimentó aire que
contenía 0,5% de agua a través del conducto 14, con un caudal de
aproximadamente 4900 partes de aire por hora. El medio de la
reacción de oxidación llenaba aproximadamente 85% del volumen del
reactor. La temperatura del medio de reacción vigorosamente mezclado
era aproximadamente 140 a 160°C, y se controló la presión para que
fuera aproximadamente 5,9 bara.
Se retiraba de manera continua una corriente de
gas de ebullición del reactor que comprendía gas de proceso
empobrecido en oxígeno, ácido acético y agua, a través de una
abertura situada en el extremo superior del reactor, y se
transportó a través del conducto 16 hasta la parte inferior de la
columna de eliminación de agua 18. La concentración de agua en el
conducto 16 era aproximadamente 9,4%, con respecto al peso de los
componentes condensables. A través del conducto 20 se retiraba de la
columna de eliminación de agua un líquido de colas consistente en
ácido acético parcialmente deshidratado, con una concentración de
agua de aproximadamente 6% en peso, a un ritmo de aproximadamente
15.800 partes de ácido acético por hora. Una parte del disolvente
parcialmente deshidratado era alimentada al reactor a través del
conducto 22 y la cabeza rociadora 24, a un ritmo de aproximadamente
9.000 partes de ácido acético por hora. El resto del disolvente
parcialmente deshidratado era alimentado al sistema de separación
72 a través del conducto 74.
Desde la sección superior de la columna de agua
18 se retiraba de manera continua una corriente de vapor acuoso que
comprendía agua, ácido acético y gas de proceso empobrecido en
oxígeno. Una porción de la corriente de vapor acuoso era enviada, a
través de la línea 40, al precalentador 42, a un ritmo de
aproximadamente 470 partes por hora. Una segunda porción (el resto)
de la corriente de vapor acuoso retirada de la sección superior de
la columna 18 era enviada, a través del conducto 26, al condensador
28. Los componentes líquidos condensables, que comprendían 99,5% de
agua en peso y 0,5% de ácido acético en peso, salían del condensador
28 a través del conducto 30 a un ritmo de aproximadamente 3200
partes por hora, y eran refluidos hacia la columna de eliminación
de agua 18. La relación de reflujo resultante en la columna de
eliminación de agua era aproximadamente 6,8. Los no condensables
abandonaban el condensador 28 a través del conducto 32 hacia el
precalentador 42. Se alimentaba vapor calentado desde el
precalentador 42 hacia el dispositivo recuperador de energía 50 a un
ritmo de aproximadamente 4100 partes por hora. Se habían incluido
válvulas de control en los conductos 32 y 40 para disponer de
capacidad de control de la presión de proceso en el reactor 12 y
del flujo de vapor acuoso a través del conducto 40, de manera
independiente. Se recupera energía reduciendo la presión de las
corrientes de proceso combinadas 32 y 40 en el dispositivo
recuperador de energía 50. Típicamente, una presión de
aproximadamente 4,5 a 5,5 bara dentro de los conductos 32 y 40 es
reducida a aproximadamente 1 a 1,4 bara en el dispositivo
recuperador de energía 50. La corriente de proceso con presión
reducida sale del dispositivo recuperador de energía a través del
conducto 52 en dirección al reactor de oxidación catalítica 60, en
el cual se destruyen componentes orgánicos traza, es decir se
oxidan componentes orgánicos a dióxido de carbono y agua. Después
del tratamiento en el dispositivo de control de la contaminación 60
se transfieren el gas de proceso empobrecido en oxígeno y el vapor
de agua al precalentador 42 a través del conducto 64. El calor del
vapor extraído del reactor proporcionaba el calor requerido en el
precalentador 42. El vapor que habían intercambiado calor,
proporcionado por el conducto 64 se eliminada después del sistema
de producción a través del conducto 46. En este ejemplo, el
dispositivo recuperador de energía era un turboexpansor conectado a
un generador.
El proceso de la presente invención fue evaluado
en una instalación comercial en la cual se oxida
p-xileno a ácido tereftálico tal como se ha
descrito en esta memoria. Se comparó el funcionamiento del proceso
descrito en la patente de EE.UU. 5,510,521 (en el cual se retira
agua de reacción en forma líquida) con el procedimiento descrito en
la presente memoria (en el cual se retira agua de reacción en forma
de destilado de vapor). Los experimentos demostraron que,
trabajando al 70% de la capacidad de la planta, la generación de
agua residual se redujo en un 99%, y la recuperación de energía
aumentó en 38%, en comparación con el funcionamiento en el cual no
hay flujo a través del conducto 40. Como consecuencia de estos
efectos, los costes de servicios asociados disminuyeron en 26%.
Esta mejora de costes no refleja el impacto de los menores costes de
tratamiento de aguas residuales. Además, los resultados de
recuperación de energía deben mejorar cuando se aumente la tasa de
producción de la planta, ya que la eficacia del dispositivo
recuperador de energía mejora cuando se aumenta la carga.
Claims (13)
1. Procedimiento para la producción continua de
un ácido carboxílico aromático en un reactor de oxidación a
presión, mediante la oxidación exotérmica, en fase líquida, de un
hidrocarburo alquilaromático con un gas que contiene oxígeno, en
presencia de un catalizador de oxidación y disolvente ácido
monocarboxílico alifático C_{2}-C_{6} acuoso,
que comprende los pasos de:
(1) alimentar de manera continua a un reactor
hidrocarburo alquilaromático, disolvente ácido monocarboxílico
acuoso que lleva disuelto en él catalizador de oxidación, y un gas
que contiene oxígeno;
(2) retirar de manera continua de la parte
inferior del reactor líquido con producto, que comprende ácido
policarboxílico aromático y el disolvente ácido monocarboxílico
acuoso que lleva disuelto en él el catalizador de oxida-
ción;
ción;
(3) retirar de manera continua de la parte
superior del reactor, y alimentar directamente a la parte inferior
de una columna de eliminación de agua, gas de ebullición del reactor
que comprende gas de proceso empobrecido en oxígeno y disolvente
ácido monocarboxílico acuoso vaporizado;
(4) retirar de manera continua de la parte
inferior de la columna de eliminación de agua un líquido de colas
que contiene disolvente ácido monocarboxílico parcialmente
deshidratado y devolver al reactor al menos una porción del líquido
de colas a la sección superior del reactor;
(5) retirar de manera continua de las cabezas de
la columna de eliminación de agua una corriente de vapor que
comprende gas de ebullición empobrecido en oxígeno, agua y pequeñas
cantidades de disolvente ácido monocarboxílico y subproductos
orgánicos producidos en el reactor de oxidación;
(6) alimentar una porción de la corriente de
vapor del paso (5) a un condensador, con el fin de obtener (a) un
vapor que comprende gas de proceso empobrecido en oxígeno y (b) un
líquido que comprende disolvente ácido monocarboxílico parcialmente
deshidratado;
(7) alimentar el líquido del paso (6)(b) a la
zona de fraccionamiento de la columna de eliminación de agua; y
(8) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un dispositivo de control de la contaminación en el cual se
destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos
presentes en las corrientes de vapor (i) y (ii), para obtener una
corriente de vapor acuoso exenta o sustancialmente exenta de
compuestos orgánicos.
2. El procedimiento según la reivindicación 1 en
el cual el disolvente ácido monocarboxílico es ácido acético, el
hidrocarburo alquilaromático es p-xileno, y el ácido
policarboxílico aromático es ácido tereftálico.
3. El procedimiento según la reivindicación 1 en
el cual el disolvente ácido monocarboxílico es ácido acético, el
hidrocarburo alquilaromático es m-xileno, y el ácido
policarboxílico aromático es ácido isoftálico.
4. El procedimiento según la reivindicación 1 en
el cual la cantidad de agua en el producto de destilado de vapor es
igual o supera al agua generada en el reactor.
5. Procedimiento según la reivindicación 1 en el
cual el paso (8) comprende:
(8.1) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un dispositivo recuperador de energía en el cual se reduce la
presión de las corrientes de vapor (i) y (ii) y se recupera
energía, dando como resultado recuperación de energía y una
corriente efluente con presión reducida; y
(8.2) alimentar la corriente efluente del paso
(8.1) a un dispositivo de control de la contaminación en el cual se
destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos
presentes en la corriente efluente del paso (8.1), para obtener un
gas de ebullición de proceso empobrecido en oxígeno y una corriente
de vapor acuoso exenta o sustancialmente exenta de compuestos
orgánicos.
6. El procedimiento según la reivindicación 5 en
el cual el disolvente ácido monocarboxílico es ácido acético, el
hidrocarburo alquilaromático es p-xileno, y el ácido
policarboxílico aromático es ácido tereftálico, y en el paso (8.1)
la presión de (i) la corriente de vapor del paso (5) y de (ii) el
vapor del paso (6)(a) ascienden a 4,5 a 5,5 bara, y en el
dispositivo recuperador de energía se reduce la presión de las
corrientes de vapor (i) y (ii) a 1,01 a 1,4 bara.
7. El procedimiento según la reivindicación 6 en
el cual el dispositivo recuperador de energía comprende un
turboexpansor.
8. Procedimiento según la reivindicación 1 en el
cual el paso (8) comprende:
(8.3) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un precalentador para elevar la temperatura de las alimentaciones de
vapor (i) y (ii) en al menos 120°C a fin de obtener un efluente de
vapor del precalentador;
(8.4) alimentar el efluente de vapor del
precalentador del paso (8.3) a un dispositivo recuperador de energía
en el cual se reduce la presión del efluente de vapor del
precalentador y se recupera energía, dando como resultado
recuperación de energía y una corriente efluente con presión
reducida; y
(8.5) alimentar la corriente efluente del paso
(8.4) a un dispositivo de control de la contaminación en el cual se
destruyen el ácido monocarboxílico y subproductos orgánicos
presentes en la corriente efluente del paso (8.4), para obtener una
corriente de vapor acuoso exenta o sustancialmente exenta de
compuestos orgánicos.
9. El procedimiento según la reivindicación 8 en
el cual el disolvente ácido monocarboxílico es ácido acético, el
hidrocarburo alquilaromático es p-xileno, el ácido
policarboxílico aromático es ácido tereftálico, y en el paso (8.4)
la presión de (i) la corriente de vapor del paso (5) y de (ii) el
vapor del paso (6)(a) ascienden a 4,5 a 5,5 bara, y en el
dispositivo recuperador de energía se reduce la presión de las
corrientes de vapor (i) y (ii) a 1,01 a 1,4 bara.
10. El procedimiento según la reivindicación 9
en el cual el dispositivo recuperador de energía comprende un
turboexpansor.
11. El procedimiento según la reivindicación 8
en el cual el paso (8.5) ha sido reemplazado por los pasos de:
(8.6) alimentar la corriente efluente del paso
(8.4) a un reactor de oxidación en el cual se destruyen mediante
descomposición oxidativa exotérmica el ácido monocarboxílico y
subproductos orgánicos presentes en la corriente efluente del paso
(8.4) para producir una corriente de vapor acuoso calentada exenta o
sustancialmente exenta de compuestos orgánicos; y
(8.7) alimentar la corriente de vapor acuoso
calentada del paso (8.6) al precalentador del paso (8.3), para
aportar el calor requerido para el funcionamiento del
precalentador.
12. Procedimiento según la reivindicación 1 para
la producción continua de ácido tereftálico en un reactor de
oxidación a presión, mediante la oxidación exotérmica, en fase
líquida, de p-xileno con un gas que contiene
oxígeno, en presencia de un catalizador de oxidación y disolvente
ácido acético acuoso, que comprende los pasos
de:
de:
(1) alimentar de manera continua
p-xileno, disolvente ácido acético acuoso que lleva
disuelto en él catalizador de oxidación, y un gas que contiene
oxígeno a un reactor mantenido a una temperatura de 120 a 180°C y
una presión de 3,5 a 12,1 bar;
(2) retirar de manera continua de la parte
inferior del reactor líquido con producto, que comprende ácido
tereftálico y el disolvente ácido acético acuoso que lleva disuelto
en él el catalizador de oxidación;
(3) retirar de manera continua de la parte
superior del reactor, y alimentar directamente a la parte inferior
de una columna de eliminación de agua mantenida a una presión de 3 a
11,5 bara, gas de ebullición del reactor que comprende gas de
proceso empobrecido en oxígeno y disolvente ácido acético acuoso
vaporizado;
(4) retirar de manera continua de la parte
inferior de la columna de eliminación de agua un líquido de colas
que contiene disolvente ácido acético parcialmente deshidratado que
contiene 4 a 12 por ciento de agua en peso y devolver al reactor al
menos una porción del líquido de colas a la sección superior del
reactor;
(5) retirar de manera continua de las cabezas de
la columna de eliminación de agua una corriente de vapor que
comprende de 35 a 55 por ciento de agua en peso, 1 a 6 por ciento de
ácido acético en peso, y 42 a 62 por ciento en peso de gas de
proceso empobrecido en oxígeno;
(6) alimentar una porción de la corriente de
vapor del paso (5) a un condensador, con el fin de obtener (a) un
vapor que comprende gas de proceso empobrecido en oxígeno y (b) un
líquido que comprende disolvente ácido acético parcialmente
deshidratado;
(7) alimentar el líquido del paso (6)(b) a la
zona de fraccionamiento de la columna de eliminación de agua;
(8.1) alimentar (i) la porción restante de la
corriente de vapor del paso (5) y (ii) el vapor del paso (6)(a) a
un dispositivo recuperador de energía en el cual se reduce la
presión de las corrientes de vapor (i) y (ii) y se recupera
energía, dando como resultado recuperación de energía y una
corriente efluente con presión reducida; y
(8.2) alimentar la corriente efluente del paso
(8.1) a un dispositivo de control de la contaminación en el cual se
destruyen el ácido acético y subproductos orgánicos presentes en la
corriente efluente del paso (8.1), para obtener una corriente de
vapor acuoso exenta o sustancialmente exenta de compuestos
orgánicos.
13. Procedimiento según la reivindicación 12 en
el cual se mantiene el reactor del paso (1) a una temperatura de
140 a 160°C y una presión de 5,5 a 8 bar; se mantiene la columna de
eliminación de agua del paso (3) a una presión de 5 a 7,5 bara; y
el paso (4) comprende devolver al reactor al menos una porción del
líquido de colas en forma de una rociadura por encima de la
separación de fases del contenido gaseoso/líquido del reactor.
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